EP3749636B1 - Verfahren zur herstellung von c2-c4-monoalkanolaminen mittels eines sauren kationenaustauschers als katalysator - Google Patents

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EP3749636B1
EP3749636B1 EP19701248.7A EP19701248A EP3749636B1 EP 3749636 B1 EP3749636 B1 EP 3749636B1 EP 19701248 A EP19701248 A EP 19701248A EP 3749636 B1 EP3749636 B1 EP 3749636B1
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EP
European Patent Office
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process according
catalyst
ammonia
reaction
cation exchanger
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EP19701248.7A
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English (en)
French (fr)
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EP3749636A1 (de
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Christian Gruenanger
Gabriele Iffland
Zeljko KOTANJAC
Hermann Luyken
Thomas Krug
Jian Zhong YI
Johann-Peter Melder
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BASF SE
Original Assignee
BASF SE
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    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C213/00—Preparation of compounds containing amino and hydroxy, amino and etherified hydroxy or amino and esterified hydroxy groups bound to the same carbon skeleton
    • C07C213/04—Preparation of compounds containing amino and hydroxy, amino and etherified hydroxy or amino and esterified hydroxy groups bound to the same carbon skeleton by reaction of ammonia or amines with olefin oxides or halohydrins
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J31/00—Catalysts comprising hydrides, coordination complexes or organic compounds
    • B01J31/02—Catalysts comprising hydrides, coordination complexes or organic compounds containing organic compounds or metal hydrides
    • B01J31/06—Catalysts comprising hydrides, coordination complexes or organic compounds containing organic compounds or metal hydrides containing polymers
    • B01J31/08—Ion-exchange resins
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J8/00—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes
    • B01J8/02—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with stationary particles, e.g. in fixed beds
    • B01J8/06—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with stationary particles, e.g. in fixed beds in tube reactors; the solid particles being arranged in tubes
    • B01J8/065—Feeding reactive fluids

Definitions

  • the application relates to a process for the continuous production of C 2 -C 4 monoalkanolamines by reacting a corresponding C 2 -C 4 alkylene oxide with an excess of aqueous ammonia (NH 3 ) in the liquid phase and in the presence of a strongly acidic cation exchanger as a catalyst, which contains a crosslinked copolymer as a carrier matrix that has acidic functional groups.
  • aqueous ammonia NH 3
  • monoalkanolamines There are a variety of different uses for monoalkanolamines.
  • monoethanolamine (MEOA) is used as an additive in cooling lubricants, as an additive in cleaning agents and cosmetics or as an intermediate in the production of surfactants.
  • MEOA monoethanolamine
  • MIPOA monoisopropanolamine
  • Monoalkanolamines are produced on an industrial scale by reacting the corresponding alkylene oxides with ammonia.
  • the selectivity to the monoalkanolamine decreases with increasing conversion because the monoalkanolamine reacts with the corresponding alkylene oxide to form the dialkanolamine and trialkanolamine.
  • the reaction of the alkylene oxides with ammonia occurs catalytically.
  • a possible catalyst is water.
  • Higher selectivities to monoalkanolamine can be achieved, for example, by using zeolite catalysts or acidic cation exchangers.
  • WO 2015/034643 A1 WO 2016/144568 A1 and WO 2017/095687 A1 (all Dow Global Technologies LLC) describe the production of sulfonated cation exchangers based on styrene and copolymers containing divinylbenzene.
  • aqueous ammonia can be advantageous.
  • ammonia can be removed from the reaction mixture at lower pressure, compared to removing ammonia without water being present in significant amounts.
  • it may be advisable to also use an acidic catalyst Use cation exchangers to increase the efficiency of the process. The performance of such a cation exchanger must of course not be adversely affected by the presence of water.
  • the present invention was therefore based on the object of improving the economic efficiency of previous processes for producing monoalkanolamines and of remedying one or more disadvantages of the prior art.
  • a process should therefore be found in which aqueous ammonia can be used and which allows monoalkanolamines to be produced with high conversion, high yield, space-time yield [space-time yields are given in product quantity / (catalyst volume • time)' (kg/(I cat. • h)) and/or 'product quantity / (reactor volume • time)' (kg/(I reactor • h)], and selectivity.
  • Such a process should in particular make it possible to produce monoalkanolamines with high yields
  • the yield results from the product of sales and selectivity.
  • An improvement compared to the state of the art can therefore consist of an increase in sales while maintaining the same selectivity or a higher selectivity while maintaining the same sales. Of course, a simultaneous increase in is particularly desirable Sales and selectivity.
  • alkylene oxide means that the oxygen is in the 1,2 position, meaning that the said molecule has an epoxide group.
  • MIPOA monoisopropanolamine
  • MEOA monoethanolamine
  • An acidic cation exchanger is used as the catalyst, which contains a crosslinked copolymer as a carrier matrix that has acidic functional groups.
  • carrier matrix or matrix can be used synonymously.
  • the acidic cation exchanger is usually used in the H + form. This means that the acidic functional groups are protonated and not as a sodium salt or the like. It can be assumed that due to the presence of ammonia, deprotonation occurs during the course of the reaction and the acidic functional groups are then present as the corresponding ammonium salt.
  • Acidic functional groups have at least one acidic proton (H + ). Usually these are sulfonic acid (-SO 3 H), carboxylic acid (-CO 2 H) or phosphoric acid groups (-OPO(OH) 2 ), according to the invention sulfonic acid groups and not carboxylic acid or phosphoric acid groups.
  • the total exchange capacity of the cation exchanger according to the invention relates to its state before it is brought into contact with the starting materials (C 2 -C 4 alkylene oxide and aqueous ammonia). It is preferably 1.8 to 3.0 eq/L, particularly preferably 1.8 to 2.5 eq/L and very particularly preferably 1.9 to 2.2 eq/L.
  • the total exchange capacity in the unit eq/L stands for the amount (in moles) of protons (H + ) that is bound in one liter of cation exchanger (present in the H + form). It can be determined according to DIN 54403:2009-04.
  • Cation exchangers such as Amberlite 252 ® H (1.7 eq/L, macroporous, medium cross-linked) and Amberlite ® 131 wet (1.35 eq/L, gel-like, low cross-linked), both from Dow, are due to their low cation exchange capacity no catalysts or cation exchangers according to the invention.
  • the cation exchangers according to the invention are preferably used as spheres.
  • the average diameter of such spheres can be 100 to 1000 ⁇ m.
  • the diameter of the spheres can be Gaussian distributed.
  • a relatively uniform size distribution (“monodisperse”) is preferred, with at least 90% by volume of the spheres having a diameter that is 0.9 to 1.1 times the average diameter.
  • the cation exchanger according to the invention is preferably not ground.
  • a cation exchanger can be either gel-like (not part of the claimed invention) or macroporous.
  • the cation exchangers according to the invention are macroporous.
  • the terms gel-like and macroporous are familiar to those skilled in the art and describe the porosity of the cation exchanger.
  • the term "macroporous" describes a cation exchanger that has both macropores and mesopores.
  • Macropores have a diameter of over approximately 200 ⁇ .
  • Gel-shaped cation exchangers have pores with a diameter of less than approximately 20 ⁇ .
  • macroporous cation exchangers In contrast to a gel-like cation exchanger, macroporous cation exchangers have a permanent porous structure, ie even in the dry, non-swollen state. Gel-shaped Cation exchangers, on the other hand, must first swell so that their interior can be reached by the corresponding educts.
  • the macroporous cation exchangers preferably have a BET surface area of 10 to 100, in particular 15 to 40 m 2 /g.
  • the BET surface area can be determined in the dry state by means of N 2 adsorption on the cation exchanger.
  • the macroporous cation exchangers preferably have an average pore diameter of 100 to 500 ⁇ , particularly preferably 150 to 450 ⁇ .
  • the average pore diameter can be determined using N 2 adsorption on the cation exchanger in the dry state.
  • the crosslinked copolymer according to the invention is preferably medium or highly crosslinked.
  • Medium-crosslinked are copolymers that have a degree of crosslinking of 8 to 15%.
  • Copolymers that have a degree of crosslinking > 15% are highly crosslinked.
  • Low-crosslinked copolymers have a degree of crosslinking of ⁇ 8%.
  • the crosslinked copolymer according to the invention preferably has a degree of crosslinking of 8 to 25%, particularly preferably 11 to 24%, very particularly preferably 12 to 22%.
  • the degree of crosslinking results from the ratio of the weight of the monomers that form at least one branch (e.g.
  • a polyvinylidene monomer such as divinylbenzene, trivinylbenzene or ethylene glycol dimethacrylate
  • a polyvinylidene monomer such as divinylbenzene, trivinylbenzene or ethylene glycol dimethacrylate
  • a crosslinked copolymer according to the invention can preferably be produced by polymerizing a mixture containing an aromatic C 8 - to C 16 -, preferably C 8 - to C 14 -monovinylidene monomer and an aromatic C 10 - to C 20 -, preferably C 10 - to C 14 polyvinylidene monomer, particularly preferably C 10 to C 14 divinylidene monomer.
  • An aliphatic monomer in the sense of the present invention does not contain an aromatic ring system and can also contain heteroatoms such as oxygen (O), chlorine (Cl) or bromine (Br).
  • An aromatic monomer in the sense of the present invention contains an aromatic ring system that fulfills the Hückel rule and can also contain heteroatoms such as those mentioned above.
  • Examples of monovinylidene aromatic monomers are styrene and substituted styrene.
  • substituted styrene are vinylnaphthalene, alpha-alkyl-substituted styrene (e.g. alpha-methylstyrrene), alkylene-substituted styrene (e.g. vinyltoluene and ethylvinylbenzene) as well halogen-substituted styrene (e.g. bromine or chlorostyrene and vinylbenzyl chloride). Styrene is particularly preferred.
  • aromatic divinylidene monomers are divinylbenzene, divinyltoluene, divinylxylene, divinylnaphthalene, or divinyldiphenylsulfone. Divinylbenzene is particularly preferred.
  • polyvinylidene monomer is trivinylbenzene.
  • the copolymer according to the invention can be produced by polymerizing a mixture containing styrene and divinylbenzene.
  • the said mixture particularly preferably consists of styrene and divinylbenzene.
  • the molar ratio of sulfonic acid groups to phenyl radicals is preferably 1.1 to 2.0, particularly preferably 1.1 to 1.5, very particularly preferably 1.2 to 1.4.
  • Preferred commercially available cation exchangers are, in particular, Amberlyst® 35 wet (macroporous, highly cross-linked), Amberlyst® 36 wet (macroporous, medium-cross-linked), Amberlyst® 40 wet (macroporous, highly cross-linked) from Dow, or Lewatit® K2620 from Lanxess.
  • the process according to the invention is carried out continuously.
  • the reaction of the C 2 -C 4 alkylene oxide with ammonia takes place in the liquid phase.
  • the starting materials are simultaneously passed over the catalyst in the liquid phase, preferably at the pressure and temperature ranges mentioned below.
  • the catalyst is usually arranged as a fixed bed in the reactor.
  • Preferred reactors are tubular reactors.
  • the reaction can also take place in a tube bundle reactor or a mono-strand system.
  • the catalyst is usually installed wet in the reactor and then flushed with ammonia.
  • the tubular reactor in which the reaction takes place can consist of a series connection of several (e.g. two or three) individual tubular reactors.
  • an intermediate feed of feed (containing the alkylene oxide and/or the ammonia) and/or reactor discharge from a downstream reactor is advantageously possible here.
  • the catalyst load is usually 0.5 to 5, preferably 0.8 to 2, kg of alkylene oxide per liter of catalyst per hour.
  • the volume of the catalyst refers to the bulk volume of the wet cation exchanger (catalyst).
  • aqueous ammonia is used.
  • This preferably has a water content of 0.1 to 30% by weight (based on NH 3 ).
  • Particularly preferred is a water content of 0.1 to 20% by weight, 0.2 to 19% by weight, 0.5 to 18% by weight, 0.8 to 17% by weight, 0.9 to 16% by weight or 1 to 15% by weight, each based on NH 3 .
  • “Based on NH 3 ” means that the amount of water refers exclusively to the amount of NH 3 without taking other components into account. For example, in a mixture of 100 g of NH 3 , 10 g of water and 2 g of other components, the water content is 10% by weight.
  • the reaction temperature is usually 30 to 150°C, preferably 40 to 140°C, particularly preferably 40 to 130°C.
  • the reaction can be carried out under isothermal or adiabatic conditions.
  • the reaction temperature is preferably 50 to 140 ° C, particularly preferably 60 to 130 ° C. Since the reaction is highly exothermic, heat must be removed from the reaction mixture in order to keep the temperature approximately constant. This can be done, for example, using cooling jackets.
  • the reaction can also be carried out under adiabatic conditions. Due to the heat of reaction released, the selected initial temperature is increased quickly. It is usually not necessary to remove heat from the reaction mixture.
  • the maximum temperature in the reactor is preferably 70 to 140°C, particularly preferably 100 to 130°C.
  • the reaction pressure must be chosen so that it is greater than the vapor pressure of the respective reaction mixture containing alkylene oxide, ammonia and water at the respective reaction temperature. This ensures that the starting materials are present in the liquid phase.
  • the reaction pressure is usually 80 to 150 bar, preferably 90 to 130 bar.
  • the ammonia is used in molar excess.
  • the molar ratio of ammonia to alkylene oxide is preferably 5 to 45. At ratios of less than 5, the yield of the monoalkanolamine is too low. At ratios above 45, there is no longer any significant increase in yield. The use of a higher excess of ammonia and the associated additional effort involved in its subsequent removal from the reaction mixture are not worthwhile.
  • the ratio is particularly preferably 7 to 30, very particularly preferably 10 to 25. To avoid any doubt, it should be noted that the term “molar excess” or the above-mentioned ratios refers to the ammonia, without taking into account the water present according to the invention. relate.
  • reaction mixture obtained can be further separated. This is preferably done by distillation.
  • ammonia and water can first be removed at a pressure above normal pressure (1.013 bar) (for example in one or more suitable columns).
  • the aqueous ammonia obtained in this way is usually recycled into the reaction.
  • the mixture obtained in this way consists predominantly of the corresponding monoalkanolamine, but usually also contains small amounts of di- and trialkanolamines.
  • such a mixture can be used directly or it can be further separated by distillation. This is usually done with the help of suitable columns.
  • the mixture in question is fed to a first column, with high-purity monoalkanolamine being separated off at the top or a side outlet.
  • the resulting sump contains predominantly di- and trialkanolamines.
  • This can be fed to a second column in which high-purity dialkanolamine is removed via the top or a side draw.
  • the bottom product (it predominantly contains trialkanolamine) from the second column can be fed to a third column, in which high-purity trialkanolamine is separated off at the top or a side draw. Any high boilers are produced in the bottom of the third column.
  • Liquid ethylene oxide, liquid ammonia and water were pumped independently by HPLC pumps into a 2 ml stirring vessel (premixer) and mixed there at a temperature of 33 ° C and a pressure of 100-110 bar.
  • the feed quantities and thus the quantitative ratios were controlled by the HPLC pumps.
  • the pressure of 100-110 bar ensured that a homogeneous liquid mixture was present.
  • the reaction mixture passed from the stirring vessel at 100-110 bar into a heated reactor tube with an outer diameter of 1/8 inch, a wall thickness of 0.5 mm and a length of 1.35 m.
  • the internal volume (approx.
  • the acetic acid reaction mixture was derivatized with acetic anhydride for gas chromatographic analysis (GC analysis).
  • GC analysis gas chromatographic analysis
  • the product distribution of MEOA, DEOA and TEOA (derivatized as acetate) was determined by a calibrated GC method.
  • a 60 m long GC column "RXi-1-ms" was used, with the following temperature program: start at 80 °C, heat up at 8 °C/min to 280 °C, 15 minutes at 280 °C. Conversion was determined using the same calibrated method based on the amount of acetylated glycol (formed during acetic acid treatment from unreacted EO and subsequent reaction with acetic anhydride).
  • the cation exchangers used have at least the following total exchange capacity.
  • Amberlite 252 ® H 1.7 eg/L (not according to the invention)
  • the catalysts according to the invention deliver a higher conversion without this being accompanied by a reduction in selectivity. This is surprising for those skilled in the art. He would actually have expected that selectivity would decrease with an increase in sales. Compared to Amberlite 131 wet, the catalysts according to the invention even provide significantly higher selectivity with comparable conversion. Table 2 Cat.
  • the catalysts according to the invention deliver a higher conversion without this being accompanied by a reduction in selectivity. This is surprising for those skilled in the art. He would actually have expected that selectivity would decrease with an increase in sales.
  • Table 4 Cat. T/°C Catalyst loading Molar ratio (NH 3 /EO) Water content based on NH 3 /% by weight Molar conversion based on EO / % Product distribution / wt.% Molar selectivity (M EOA) / % Molar yield (MEOA) / % MEOA DEOA TEOA kg EO/(I Cat * h) Amberlite 252 H (not according to the invention) 110 1.0 11 1 97.6 75.0 21.6 3.4 84.3 82.3 Amberlite 131 wet (not according to the invention) 110 1.0 11 1 95.1 71.5 23.5 5.0 82.0 78.0 Amberlyst 36 wet (according to the invention) 110 1.0 12 1 99.7 77.4 19.7 2.9 86.0 85.7 Amberlyst 35 we
  • the catalysts according to the invention provide both higher selectivity and higher conversion.

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Description

  • Die Anmeldung betrifft ein Verfahren zur kontinuierlichen Herstellung von C2-C4-Monoalkanolaminen durch Umsetzung eines entsprechenden C2-C4-Alkylenoxids mit einem Überschuss an wässrigem Ammoniak (NH3) in der Flüssigphase und in Gegenwart eines stark sauren Kationenaustauschers als Katalysator, der ein vernetztes Copolymer als Trägermatrix enthält, das saure funktionelle Gruppen aufweist.
    • STAND DER TECHNIK
  • Für Monoalkanolamine gibt es eine Vielzahl von unterschiedlichen Verwendungsmöglichkeiten. Beispielsweise wird Monoethanolamin (MEOA) als Zusatz in Kühlschmierstoffen, als Zusatz in Reinigungsmitteln und Kosmetika oder als Zwischenprodukt bei der Herstellung von Tensiden eingesetzt. Monoisopropanolamin (MIPOA) kann beispielsweise als Schmierstoff oder als Zwischenprodukt bei der Herstellung von Tensiden eingesetzt werden.
  • Großtechnisch werden Monoalkanolamine durch Umsetzung von entsprechenden Alkylenoxiden mit Ammoniak hergestellt. Dabei nimmt die Selektivität zum Monoalkanolamin mit steigendem Umsatz ab, weil das Monoalkanolamin mit dem entsprechenden Alkylenoxid weiter zum Dialkanolamin und Trialkanolamin reagiert.
  • Die Umsetzung der Alkylenoxide mit Ammoniak erfolgt katalytisch. Ein möglicher Katalysator ist Wasser. Höhere Selektivitäten zum Monoalkanolamin lassen sich beispielsweise durch den Einsatz von Zeolithkatalysatoren oder sauren Kationenaustauschern erzielen.
  • DE 1941859 (Mo Och Domsjö Aktienbolag) offenbart ein Verfahren zur Herstellung von Monoalkanolaminen, wobei saure Kationenaustauscher eingesetzt werden. Das Verfahren kann ferner in Anwesenheit von Wasser durchgeführt werden.
  • WO 2015/034643 A1 , WO 2016/144568 A1 und WO 2017/095687 A1 (alle Dow Global Technologies LLC) beschreiben die Herstellung von sulfonierten Kationenaustauschern auf der Basis von Styrol und Divinylbenzol-haltigen Copolymeren.
  • Grundsätzlich kann der Einsatz von wässrigem Ammoniak vorteilhaft sein. Bei der Aufarbeitung des Reaktionsgemischs lässt sich bei Anwesenheit von Wasser Ammoniak bei niedrigerem Druck aus dem Reaktionsgemisch entfernen, verglichen mit einer Abtrennung von Ammoniak, ohne dass Wasser in signifikanten Mengen vorhanden ist. In bestehenden Anlagen, bei denen Wasser als Katalysator eingesetzt wird, kann es sich anbieten, zusätzlich einen sauren Kationenaustauscher einzusetzen, um die Effizienz des Prozesses zu steigern. Die Performance eines solchen Kationenaustauschers darf natürlich durch das Vorhandensein von Wasser nicht nachteilig beeinflusst werden.
  • Der vorliegenden Erfindung lag daher die Aufgabe zugrunde, die Wirtschaftlichkeit bisheriger Verfahren zur Herstellung von Monoalkanolaminen zu verbessern und einem Nachteil oder mehreren Nachteilen des Standes der Technik abzuhelfen. Es sollte also ein Verfahren gefunden werden, in dem wässriger Ammoniak eingesetzt werden kann und das es erlaubt, Monoalkanolaminen mit hohem Umsatz, hoher Ausbeute, Raum-Zeit-Ausbeute [Raum-Zeit-Ausbeuten werden angegeben in Produktmenge / (Katalysatorvolumen • Zeit)' (kg/(IKat. • h)) und/oder ,Produktmenge / (Reaktorvolumen • Zeit)' (kg/(IReaktor • h)], und Selektivität herzustellen. Ein solches Verfahren sollte es insbesondere erlauben, Monoalkanolamine mit hohen Ausbeuten herzustellen. Die Ausbeute ergibt sich bekanntlich aus dem Produkt von Umsatz und Selektivität. Eine Verbesserung gegenüber dem Stand der Technik kann also in einer Erhöhung des Umsatzes bei gleichbleibender Selektivität oder auch einer höheren Selektivität bei gleichbleibendem Umsatz bestehen. Besonders erstrebenswert ist natürlich eine gleichzeitige Erhöhung von Umsatz und Selektivität.
  • Überraschender Weise wurde zur Lösung der oben spezifizierten Aufgabe ein Verfahren zur kontinuierlichen Herstellung von C2-C4-Monoalkanolaminen durch Umsetzung eines entsprechenden C2-C4-Alkylenoxids mit einem molaren Überschuss an Ammoniak (NH3), wobei wässriger Ammoniak eingesetzt wird, in der Flüssigphase und in Gegenwart eines sauren Kationenaustauschers als Katalysator, der ein vernetztes Copolymer als Trägermatrix enthält, das saure funktionelle Gruppen aufweist, gefunden, welches dadurch gekennzeichnet ist, dass der Kationenaustauscher eine Gesamtaustauschkapazität von größer oder gleich 1,8 eq/L besitzt, makroporös ist und es sich bei den sauren funktionellen Gruppen um Sulfonsäuregruppen handelt.
    • BESCHREIBUNG DER ERFINDUNG
  • Erfindungsgemäß bedeutet der Begriff "Alkylenoxid", dass sich der Sauerstoff in 1 ,2-Stellung befindet, dass besagte Molekül also eine Epoxidgruppe aufweist. Als solche sind insbesondere Ethylenoxid (EO), Propylenoxid (PO), 1,2-Butylenoxid, 2,3-Butylenoxid und Isobutylenoxid zu nennen. Bevorzugt ist die Herstellung von Monoisopropanolamin (MIPOA) durch Umsetzung von Propylenoxid (PO) und Ammoniak. Ganz besonders bevorzugt ist die Herstellung von Monoethanolamin (MEOA) durch Umsetzung von Ethylenoxid (EO) und Ammoniak.
    • Beschreibung des Kationenaustauschers:
  • Als Katalysator wird ein saurer Kationenaustauscher eingesetzt, der ein vernetztes Copolymer als Trägermatrix enthält, das saure funktionelle Gruppen aufweist. Die Begriffe Trägermatrix oder Matrix können synonym verwendet werden.
  • Der saure Kationenaustauscher wird üblicherweise in der H+-Form eingesetzt. D.h. die sauren funktionellen Gruppen liegen protoniert und nicht etwa als Natrium-Salz oder dergleichen vor. Es ist davon auszugehen, dass aufgrund des vorhandenen Ammoniaks im Verlauf der Reaktion eine Deprotonierung stattfindet und die sauren funktionellen Gruppen dann als entsprechendes Ammonium-Salz vorliegen.
  • Saure funktionelle Gruppen weisen mindestens ein acides Proton (H+) auf. Üblicherweise handelt es sich um Sulfonsäure- (-SO3H), Carbonsäure- (-CO2H) oder Phosphorsäuregruppen (-OPO(OH)2), erfindungsgemäß um Sulfonsäuregruppen und nicht um Carbonsäure- oder Phosphorsäuregruppen.
  • Die erfindungsgemäße Gesamtaustauschkapazität des Kationenaustauschers bezieht sich auf dessen Zustand vor Inkontaktbringen mit den Edukten (C2-C4-Alkylenoxid und wässriger Ammoniak). Sie beträgt bevorzugt 1,8 bis 3,0 eq/L, besonders bevorzugt 1,8 bis 2,5 eq/L und ganz besonders bevorzugt 1,9 bis 2,2 eq/L. Die Gesamtaustauschkapazität in der Einheit eq/L steht für die Stoffmenge (in Mol) an Protonen (H+), die in einem Liter (des in der H+-Form vorliegenden) Kationenaustauschers gebunden ist. Sie lässt sich gemäß DIN 54403:2009-04 bestimmen. Für die erfindungsgemäßen starksauren Kationenaustauscher (Sulfonsäuregruppen enthaltende Kationenaustauscher) findet das Verfahren A und für schwachsaure, nicht-erfindungsgemäßen Kationenaustauscher (bspw. Carbonsäuregruppen oder Phosphorsäuregruppen enthaltende Kationenaustauscher) findet das Verfahren B der oben benannten DIN Anwendung. Kationenaustauscher wie bspw. der Amberlite 252® H (1,7 eq/L, makroporös, mittelvernetzt) und Amberlite® 131 wet (1,35 eq/L, gelförmig, niedrigvernetzt), beide von der Firma Dow, sind aufgrund ihrer geringen Kationenaustauschkapazität keine erfindungsgemäßen Katalysatoren bzw. Kationenaustauscher.
  • Die erfindungsgemäßen Kationenaustauscher werden bevorzugt als Kugeln eingesetzt. Der mittlere Durchmesser solcher Kugeln kann 100 bis 1000 µm betragen. Der Durchmesser der Kugeln kann gaußverteilt sein. Bevorzugt ist eine relativ gleichmäßige Größenverteilung ("monodispers"), wobei mindesten 90 Vol.-% der Kugeln einen Durchmesser besitzen, der das 0,9 bis 1,1-fache des mittleren Durchmessers beträgt. Bevorzugt wird der erfindungsgemäße Kationenaustauscher nicht gemahlen.
  • Ein Kationenaustauscher kann sowohl gelförmig (nicht Teil der beanspruchten Erfindung) als auch makroporös sein. Die erfindungsgemäßen Kationenaustauscher sind makroporös. Die Begriffe gelförmig und makroporös sind dem Fachmann geläufig und beschreiben die Porosität des Kationenaustauschers. Der Begriff "makroporös" beschreibt einen Kationenaustauscher, der sowohl Makroporen als auch Mesoporen besitzt. Mesoporen haben einen Durchmesser von ca. 20 Ä bis ca. 200 Ä (Ä = Angström; 1 Ä = 0,1 nm). Makroporen haben einen Durchmesser von über ca. 200 Ä. Gel-förmige Kationenaustauscher besitzen Poren mit einem Durchmesser von weniger als ca. 20 Ä. Im Gegensatz zu einem gelförmigen Kationenaustauscher haben makroporöse Kationenaustauscher eine permanente poröse Struktur, d.h. auch im trockenen, nicht-gequollenen Zustand. Gel-förmige Kationenaustauscher hingegen müssen erst quellen, damit ihr Inneres für entsprechende Edukte erreichbar ist.
  • Die makroporösen Kationenaustauscher besitzen bevorzugt eine BET-Oberfläche von 10 bis 100, insbesondere 15 bis 40 m2/g. Die BET-Oberfläche lässt sich mittels N2-Adsorption am Kationenaustauscher in trockenem Zustand bestimmen.
  • Die makroporösen Kationenaustauscher haben bevorzugt einen mittleren Porendurchmesser von 100 bis 500 Ä, besonders bevorzugt 150 bis 450 Ä. Der mittlere Porendurchmesser lässt sich mittels N2-Adsorption am Kationenaustauscher in trockenem Zustand bestimmen.
  • Das erfindungsgemäße vernetzte Copolymer ist bevorzugt mittel- oder hochvernetzt. Mittelvernetzt sind Copolymere, die einen Vernetzungsgrad von 8 bis 15% aufweisen. Hochvernetzt sind Copolymere die einen Vernetzungsgrad > 15% aufweisen. Niedrigvernetzte Copolymere haben einen Vernetzungsgrad von < 8%. Das erfindungsgemäße vernetzte Copolymer weist bevorzugt einen Vernetzungsgrad von 8 bis 25%, besonders bevorzugt 11 bis 24%, ganz besonders bevorzugt 12 bis 22% auf. Der Vernetzungsgrad ergibt sich aus dem Verhältnis des Gewichts der Monomere, die mindestens eine Verzweigung bilden (bspw. eines Polyvinyliden-Monomers wie Divinylbenzol, Trivinylbenzol oder Ethylenglycoldimethacrylat) zur Gesamtmenge aller Monomere multipliziert mit 100%. Wird beispielsweise zur Herstellung eines Polymers ein Gemisch aus 11 g Divinylbenzol und 89 g Styrol eingesetzt so ergibt sich der Vernetzungsgrad wie folgt: 11 g / (11 g + 89 g) * 100% = 11%.
  • Ein erfindungsgemäßes vernetztes Copolymer ist bevorzugt herstellbar durch Polymerisation eines Gemischs enthaltend ein aromatisches C8- bis C16-, bevorzugt C8- bis C14-Monovinyliden-Monomer sowie ein aromatisches C10- bis C20-, bevorzugt C10- bis C14-Polyvinyliden-Monomer, besonders bevorzugt C10- bis C14-Divinyliden-Monomer.
  • Ein solches Gemisch kann weitere aliphatische C3- bis C14- Monomere, die genau eine C=C-Doppelbindung enthalten und/oder aliphatische C4- bis C14-Monomere, die zwei oder mehrere Doppelbindungen enthalten, umfassen.
  • Ein Monovinyliden-Monomer besitzt genau eine C=CH2 Gruppe. Ein Polyvinyliden-Monomer besitz mindestens zwei C=CH2 Gruppen, ein Divinyliden-Monomer genau zwei C=CH2 Gruppen. Ein aliphatisches Monomer im Sinne der vorliegenden Erfindung enthält kein aromatisches Ringsystem und kann zudem Heteroatome wie bspw. Sauerstoff (O), Chlor (Cl) oder Brom (Br) enthalten. Ein aromatisches Monomer im Sinne der vorliegenden Erfindung enthält ein aromatisches Ringsystem, das die Hückel-Regel erfüllt und kann zudem Heteroatome wie bspw. die oben genannten enthalten.
  • Beispiele für aromatische Monovinyliden-Monomere sind Styrol und substituiertes Styrol. Beispiele für substituiertes Styrol sind Vinylnaphthalin, alpha-alkylsubstituiertes Styrol (bspw. alpha-Methylstyrrol), Alkylensubstituiertes Styrol (bspw. Vinyltoluol und Ethylvinylbenzol) sowie halogensubstituiertes Styrol (bspw. Brom. oder Chlorstyrol sowie Vinylbenzylchlorid). Ganz besonders bevorzugt ist Styrrol.
  • Beispiele für aromatische Divinyliden-Monomere sind Divinylbenzol, Divinyltoluol, Divinylxylen, Divinylnaphthalen, oder Divinyldiphenylsulfon. Ganz besonders bevorzugt ist Divinylbenzol.
  • Ein Beispiel für ein Polyvinyliden-Monomer ist Trivinylbenzol.
  • Beispiele für aliphatische Monomere die eine C=C-Doppelbindung enthalten sind Acrylsäure, Methacrylsäure, Methylmethacrylat, Isobornylmethacrylat, Ethylacrylat, Ethylen, Propylen, Acrylnitril, Vinylchloride sowie Mischungen zweier oder mehrerer dieser Monomere. Ein Beispiel für ein aliphatisches Monomer, das zwei C=C-Doppelbindungen enthält, ist Butadien oder Ethylenglykoldimethylacrylat.
  • Die radikalische Polymerisation der oben beschriebenen Gemische entsprechender Monomere und die anschließende Sulfonierung, beispielsweise mittels konzentrierter Schwefelsäure, Oleum, Chlorsulfonsäure oder Schwefeltrioxid, erfolgt unter den üblichen dem Fachmann bekannten Bedingungen. Die Herstellung von makroporösen Kationenaustauschern ist in UIImanns Encyclopedia of Industrial Chemistry, Vol. A14, 5th Ed., Seite 399, letzter Absatz, und Seite 400 beschrieben.
  • In einer ganz besonders bevorzugten Ausführungsform ist das erfindungsgemäße Copolymer durch Polymerisation eines Gemischs enthaltend Styrol und Divinylbenzol herstellbar. Besonders bevorzugt besteht das besagte Gemisch aus Styrol und Divinylbenzol. Nach erfolgter Sulfonierung beträgt das molare Verhältnis von Sulfonsäuregruppen zu Phenylresten bevorzugt 1,1 bis 2,0, besonders bevorzugt 1,1 bis 1,5, ganz besonders bevorzugt 1,2 bis 1,4.
  • Bevorzugte kommerziell erhältliche Kationenaustauscher sind insbesondere Amberlyst® 35 wet (makroporös, hochvernetzt), Amberlyst® 36 wet (makroporös, mittelvernetzt), Amberlyst® 40 wet (makroporös, hochvernetzt) der Firma Dow, oder Lewatit® K2620 der Firma Lanxess.
    • Beschreibung des Verfahrens:
  • Das erfindungsgemäße Verfahren wird kontinuierlich durchgeführt.
  • Die Umsetzung des C2-C4-Alkylenoxids mit Ammoniak erfolgt in der Flüssigphase. Beim Arbeiten in der Flüssigphase leitet man die Edukte simultan in flüssiger Phase, bevorzugt bei den unten genannten Druck- und Temperaturbereichen über den Katalysator.
  • Der Katalysator ist gewöhnlich als Festbett im Reaktor angeordnet. Bevorzugte Reaktoren sind Rohrreaktoren. Alternativ kann die Umsetzung auch in einem Rohrbündelreaktor oder einer Monostranganlage erfolgen. Der Katalysator wird üblicherweise feucht in den Reaktor eingebaut und anschließend mit Ammoniak gespült.
  • Bei einer Monostranganlage kann der Rohrreaktor, in dem die Umsetzung erfolgt, aus einer Hintereinanderschaltung mehrerer (z.B. zweier oder dreier) einzelner Rohreaktoren bestehen. Optional ist hier vorteilhaft eine Zwischenspeisung von Feed (enthaltend das Alkylenoxid und/oder den Ammoniak) und/oder Reaktoraustrag aus einem nachgeschalteten Reaktor möglich.
  • Die Katalysatorbelastung beträgt üblicherweise 0,5 bis 5, bevorzugt 0,8 bis 2 kg Alkylenoxid pro Liter Katalysator und Stunde. Das Volumen des Katalysators bezieht sich auf das Schüttvolumen des feuchten Kationenaustauschers (Katalysators).
  • Erfindungsgemäß wird wässriger Ammoniak eingesetzt. Dieser weist bevorzugt einen Wassergehalt von 0,1 bis 30 Gew.-% (bezogen auf NH3) auf. Besonders bevorzugt ist ein Wassergehalt von 0,1 bis 20 Gew.-%, 0,2 bis 19 Gew.-%, 0,5 bis 18 Gew.-%, 0,8 bis 17 Gew.-%, 0,9 bis 16 Gew.-% oder 1 bis 15 Gew.-%, jeweils bezogen auf NH3. Unter "bezogen auf NH3" ist zu verstehen, dass sich die Menge an Wasser ausschließlich auf die Menge an NH3 ohne Berücksichtigung sonstiger Komponenten bezieht. Beispielsweise beträgt in einem Gemisch aus 100 g NH3, 10 g Wasser und 2 g sonstiger Komponenten der Wassergehalt 10 Gew.-%.
  • Da das vorhandene Wasser die Reaktion katalysiert ist es zweckmäßig, Ammoniak und Alkylenoxid erst unmittelbar vor dem Inkontaktbringen mit dem Katalysator zu vermischen.
  • Die Reaktionstemperatur beträgt üblicherweise 30 bis 150°C, bevorzugt 40 bis 140 °C, besonders bevorzugt 40 bis 130°C. Die Reaktion kann unter isothermen oder adiabatischen Bedingungen durchgeführt werden.
  • Unter isothermen Bedingungen beträgt die Reaktionstemperatur bevorzugt 50 bis 140°C, besonders bevorzugt 60 bis 130 °C. Da die Reaktion stark exotherm ist, muss Wärme von der Reaktionsmischung abgezogen werden, um die Temperatur in etwa konstant zu halten. Dies kann beispielsweise mittels Kühlmänteln erfolgen.
  • Ebenso kann die Reaktion unter adiabatischen Bedingungen durchgeführt werden. Aufgrund der freigesetzten Reaktionswärme wird die ausgewählte Anfangstemperatur schnell erhöht. Gewöhnlich ist es nicht notwendig, von der Reaktionsmischung Wärme abzuziehen. Bevorzugt beträgt die maximale Temperatur im Reaktor 70 bis 140°C, besonders bevorzugt 100 bis 130°C.
  • Der Reaktionsdruck ist so zu wählen, dass er größer als der Dampfdruck des jeweiligen Alkylenoxid-, Ammoniak und Wasser enthaltenden Reaktionsgemischs bei der jeweiligen Reaktionstemperatur ist. Dadurch wird erreicht, dass die Edukte in der Flüssigphase vorliegen. Der Reaktionsdruck beträgt üblicherweise 80 bis 150 bar, bevorzugt 90 bis 130 bar.
  • Der Ammoniak wird im molaren Überschuss eingesetzt. Bevorzugt beträgt das molare Verhältnis von Ammoniak zu Alkylenoxid 5 bis 45. Bei Verhältnissen von kleiner 5 ist die Ausbeute des Monoalkanolamins zu gering. Bei Verhältnissen von über 45 ist keine signifikante Steigerung der Ausbeute mehr zu verzeichnen. Der Einsatz eines höheren Überschusses an Ammoniak und der damit verbundene Mehraufwand bei dessen anschließender Entfernung aus dem Reaktionsgemisch rentieren sich nicht. Besonders bevorzugt beträgt das Verhältnis 7 bis 30, ganz besonders bevorzugt 10 bis 25. Um jeden Zweifel auszuschließen, sei darauf hingewiesen, dass sich der Begriff "molarer Überschuss" bzw. die oben genannten Verhältnisse auf den Ammoniak, ohne Berücksichtigung des erfindungsgemäß vorhandenen Wassers, beziehen.
  • Nach erfolgter Umsetzung kann das erhaltene Reaktionsgemisch weiter aufgetrennt werden. Dies erfolgt bevorzugt destillativ. Hierbei können zunächst Ammoniak und Wasser bei einem Druck über Normaldruck (1,013 bar) (beispielsweise in einer oder mehreren geeigneten Kolonnen) entfernt werden. Üblicherweise wird der so erhaltene wässrige Ammoniak in die Reaktion zurückgeführt. Das so erhaltene Gemisch besteht überwiegend aus dem entsprechenden Monoalkanolamin, enthält aber üblicherweise auch geringe Mengen an Di- und Trialkanolaminen.
  • Je nach Verwendungszweck kann ein solches Gemisch direkt eingesetzt werden oder aber es kann destillativ weiter aufgetrennt werden. Dies geschieht üblicherweise unter Zuhilfenahme von geeigneten Kolonnen. Dabei wird das besagte Gemisch einer ersten Kolonne zugeführt, wobei hochreines Monoalkanolamin über Kopf oder einen Seitenabzug abgetrennt wird. Der resultierende Sumpf erhält zu überwiegenden Anteilen Di- und Trialkanolamine. Dieser kann einer zweiten Kolonne zugeführt werden, in welcher hochreines Dialkanolamin über Kopf oder einen Seitenabzug entfernt wird. Das Sumpfprodukt (es enthält überwiegend Trialkanolamin) aus der zweiten Kolonnen kann einer dritten Kolonne zugeführt werden, in welcher hochreines Trialkanolamin über Kopf oder einen Seitenabzug abgetrennt wird. Im Sumpf der dritten Kolonnen fallen etwaige Schwersieder an.
  • Die folgenden Beispiele dienen der Verdeutlichung der Erfindung, ohne sie in irgendeiner Weise zu beschränken.
    • BEISPIELE Beschreibung der Experimente:
  • Flüssiges Ethylenoxid, flüssiger Ammoniak und Wasser wurden unabhängig voneinander durch HPLC-Pumpen in ein 2 ml großes Rührgefäß (Vormischer) gepumpt und dort bei einer Temperatur von 33°C und einem Druck von 100-110 bar vermischt. Die Zulaufmengen und damit die Mengenverhältnisse wurden durch die HPLC-Pumpen gesteuert. Der Druck von 100-110 bar stellte sicher, dass ein homogenes flüssiges Gemisch vorlag. Aus dem Rührgefäß gelangte das Reaktionsgemisch bei 100-110 bar in ein beheiztes Reaktorrohr mit einem Außendurchmesser von 1/8 Zoll, einer Wandstärke von 0,5 mm und einer Länge von 1,35 m. Das Innenvolumen (ca. 5 ml) dieses Reaktorrohres war mit dem entsprechenden Kationenaustauscher gefüllt, wobei sich die Angaben der Belastung auf das Schüttvolumen des eingebauten feuchten Kationenaustauschers beziehen. Das eingefüllte Schüttvolumen wurde bei der Füllung in einem Messzylinder ermittelt. Durch den geringen Durchmesser des Reaktorrohres konnte eine annähernd isotherme Fahrweise sichergestellt werden, was die Vergleichbarkeit der Experimente untereinander gewährleistet. Nach Passieren des Reaktorrohres und einer kurzen Kühlstrecke, wurde das Reaktionsgemisch zur Probennahme durch ein 6-Portventil in wässrige Essigsäure entspannt, was einen sofortigen Stop der Reaktion zur Folge hat (Protonierung des Ammoniaks und Ringöffnung von EO durch Essigsäure zu Glykol bzw. Glycolacetat). Das essigsaure Reaktionsgemisch wurde für die gaschromatographische-Analyse (GC-Analyse) mit Acetanhydrid derivatisiert. Die Produktverteilung von MEOA, DEOA und TEOA (derivatisiert als Acetat) wurde durch eine kalibrierte GC-Methode ermittelt. Hierfür wurde eine 60 m lange GC Säule "RXi-1-ms " verwendet, mit folgendem Temperaturprogramm: Start bei 80 °C, aufheizen mit 8°C/min auf 280°C, 15 Minuten bei 280 °C. Der Umsatz wurde mittels derselben kalibrierten Methode anhand der acetylierten Glykol-Menge (gebildet bei der Essigsäure-Behandlung aus unumgesetzten EO und anschließender Umsetzung mit Acetanhydrid) ermittelt.
  • Die eingesetzten Kationentaustauscher (alle von der Firma Dow) haben mindestens folgende Gesamtaustauschkapazität.
    Amberlite 252® H: 1,7 eg/L (nicht erfindungsgemäß)
    Amberlite 131® wet: 1,35 eq/L (nicht erfindungsgemäß)
    Amberlyst 35® wet: 1,9 eq/L (erfindungsgemäß)
    Amberlyst 36® wet: 1,95 eq/L (erfindungsgemäß)
    Amberlyst 40® wet: 2,2 eq/L (erfindungsgemäß)
  • Die folgenden Ergebnisse zeigen, dass die erfindungsgemäßen Kationenaustauscher bei verschiedenen Molverhältnissen (Ammoniak zu EO) und unterschiedlichem Wassergehalt des Ammoniaks eine verbesserte Performance im Hinblick auf die Ausbeute liefern.
  • Die Ergebnisse sind in den Tabellen 1 bis 4 dargestellt. Tabelle 1
    Kat. T/°C Katalysatorbelastungkg EO/(IKat * h) Molverhältnis (NH3/EO) Wassergehalt bezogen auf NH3/ Gew.-% Molarer Umsatz bezogen auf EO / % Produktverteilung / Gew.-% Molare Selektivität (MEOA) / % Molare Ausbeute (M EOA) / %
    MEOA DEOA TEOA
    Amberlite 252 H (nicht erfindungsgemäß) 110 1,0 22 15 92,0 86,2 12,6 1,2 91,7 84,4
    Amberlite 131 wet (nicht erfindungsgemäß) 110 1,0 20 15 95,9 80,9 16,8 2,3 88,3 84,7
    Amberlyst 36 wet (erfindungsgemäß) 110 1,0 22 15 97,7 87,6 11,6 0,8 92,5 90,4
    Amberlyst 35 wet (erfindungsgemäß) 110 1,0 20 15 95,3 87,9 11,3 0,8 92,7 88,4
    Amberlyst 40 wet (erfindungsgemäß) 110 1,0 21 15 96,0 86,6 12,3 1,1 91,9 88,3
  • Im Vergleich zum Amberlite 252 H liefern die erfindungsgemäßen Katalysatoren einen höheren Umsatz, ohne dass damit eine Verringerung der Selektivität einhergeht. Dies ist für den Fachmann überraschend. Eigentlich hätte er erwartet, dass bei einer Erhöhung des Umsatzes die Selektivität abnimmt. Im Vergleich zum Amberlite 131 wet liefern die erfindungsgemäßen Katalysatoren bei vergleichbarem Umsatz sogar eine deutlich höhere Selektivität. Tabelle 2
    Kat. T/°C Katalysatorbelastung Molverhältnis (NH3/EO) Wassergehalt bezogen auf NH3/ Gew.-% Molarer Umsatz bezogen auf EO / % Produktverteilung / Gew.-% Molare Selektivität (M EOA) / % Molare Ausbeute (MEOA) / %
    MEOA DEOA TEOA
    kg EO/(IKat * h)
    Amberlite 252 H (nicht erfindungsgemäß) 110 1,0 11 15 99,8 70,7 23,6 5,7 81,5 81,3
    Amberlite 131 wet (nicht erfindungsgemäß) 110 1,0 10 15 99,8 63,9 26,7 9,3 76,8 76,6
    Amberlyst 36 wet (erfindungsgemäß) 110 1,0 12 15 99,8 78,0 19,2 2,8 86,4 86,2
    Amberlyst 35 wet (erfindungsgemäß) 110 1,0 11 15 99,9 78,5 19,2 2,3 86,6 86,6
  • Durch den Einsatz der erfindungsgemäßen Kationenaustauscher erhält man bei nahezu vollständigem Umsatz eine höhere Selektivität. Tabelle 3
    Kat. T/°C Katalysatorbelastung Molverhältnis (NH3/EO) Wassergehalt bezogen auf NH3/ Gew.-% Molarer Umsatz bezogen auf EO / % Produktverteilung / Gew.-% Molare Selektivität (M EOA) / % Molare Ausbeute (MEOA) / %
    MEOA DEOA TEOA
    kg EO/(IKat * h)
    Amberlite 252 H (nicht erfindungsgemäß) 110 1,0 22 1 84,7 87,1 12,0 0,9 92,2 78,1
    Amberlite 131 wet (nicht erfindungsgemäß) 110 1,0 23 1 72,0 86,2 12,3 1,5 91,7 66,1
    Amberlyst 36 wet (erfindungsgemäß) 110 1,0 22 1 95,2 87,0 12,1 0,9 92,2 87,7
    Amberlyst 35 wet (erfindungsgemäß) 110 1,0 20 15 90,7 89,4 10,1 0,5 93,6 84,9
  • Die erfindungsgemäßen Katalysatoren liefern einen höheren Umsatz, ohne dass damit eine Verringerung der Selektivität einhergeht. Dies ist für den Fachmann überraschend. Eigentlich hätte er erwartet, dass bei einer Erhöhung des Umsatzes die Selektivität abnimmt. Tabelle 4
    Kat. T/°C Katalysatorbelastung Molverhältnis (NH3/EO) Wassergehalt bezogen auf NH3/ Gew.-% Molarer Umsatz bezogen auf EO / % Produktverteilung / Gew.-% Molare Selektivität (M EOA) / % Molare Ausbeute (MEOA) / %
    MEOA DEOA TEOA
    kg EO/(IKat * h)
    Amberlite 252 H (nicht erfindungsgemäß) 110 1,0 11 1 97,6 75,0 21,6 3,4 84,3 82,3
    Amberlite 131 wet (nicht erfindungsgemäß) 110 1,0 11 1 95,1 71,5 23,5 5,0 82,0 78,0
    Amberlyst 36 wet (erfindungsgemäß) 110 1,0 12 1 99,7 77,4 19,7 2,9 86,0 85,7
    Amberlyst 35 wet (erfindungsgemäß) 110 1,0 11 1 99,6 77,5 20,2 2,3 85,9 85,6
  • Die erfindungsgemäßen Katalysatoren liefern sowohl eine höhere Selektivität, als auch einen höheren Umsatz.

Claims (13)

  1. Verfahren zur kontinuierlichen Herstellung von C2-C4-Monoalkanolaminen durch Umsetzung eines entsprechenden C2-C4-Alkylenoxids mit einem molaren Überschuss an Ammoniak (NH3), wobei wässriger Ammoniak eingesetzt wird, in der Flüssigphase und in Gegenwart eines sauren Kationenaustauschers als Katalysator, der ein vernetztes Copolymer als Trägermatrix enthält, das saure funktionelle Gruppen aufweist, dadurch gekennzeichnet, dass der Kationenaustauscher eine Gesamtaustauschkapazität von größer oder gleich 1,8 eq/L besitzt, makroporös ist und es sich bei den sauren funktionellen Gruppen um Sulfonsäuregruppen handelt.
  2. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass die Gesamtaustauschkapazität 1,8 bis 2,5 eq/L beträgt.
  3. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass die Gesamtaustauschkapazität 1,9 bis 2,2 eq/L beträgt.
  4. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass das vernetzte Copolymer mittelvernetzt oder hochvernetzt ist.
  5. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass das vernetzte Copolymer durch Polymerisation eines Gemisches enthaltend ein aromatisches C8- bis C12-Monovinyliden-Monomer sowie ein aromatisches C10- bis C14-Divinyliden-Monomer herstellbar ist.
  6. Verfahren nach dem vorhergehenden Anspruch, dadurch gekennzeichnet, dass das vernetzte Copolymer durch Polymerisation eines Gemisches bestehend aus Styrol und Divinylbenzol herstellbar ist.
  7. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass der wässrige Ammoniak einen Wassergehalt von 0,1 bis 20 Gew.-% (bezogen auf NH3) aufweist.
  8. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass die Reaktionstemperatur 30 bis 150° C beträgt.
  9. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass der Reaktionsdruck 80 bis 150 bar beträgt.
  10. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass das molare Verhältnis von Ammoniak zu Alkylenoxid 5 bis 45 beträgt.
  11. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass es kontinuierlich durchgeführt wird und der Katalysator im Reaktor als Festbett angeordnet ist.
  12. Verfahren nach dem vorhergehenden Anspruch, dadurch gekennzeichnet, dass die Katalysatorbelastung 0,5 bis 5 kg Alkylenoxid pro Liter Katalysator und Stunde beträgt.
  13. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche zur Herstellung von Monoethanolamin (MEOA) durch Umsetzung von Ethylenoxid (EO) und Ammoniak.
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